使反应剂与间断式移动催化剂床接触的方法和设备 本发明涉及用于反应流体催化转化与此同时补充催化剂并且与一种热交换流体间接地进行热交换从而同时控制反应温度和催化剂活性的化学反应器。
在石油化学工业中，许多方法使用反应器，在反应器中，在给定的温度和压力条件下，一种或一种以上的反应流体的各组分与催化剂相接触，完成化学反应。这些反应中的许多反应不同程度地产生或吸收热量，从而放热或吸热。与放热或吸热反应相联系的加热或冷却效果会对反应区的操作产生有利或不利的影响。不利的影响可能包括有：劣质产物的产生，催化剂的失活，不需要的副产物的产生，和在极端的情况下，损坏反应器和有关的管件。更典型地是，与温度地变化有关的不希望的影响将降低反应区产物的选择性或产率。
这些问题的一种解决方案是，在反应区内，用一种热的或冷的介质间接加热反应剂和/或催化剂。众所周知的这种类型的催化反应器是具有固定或移动催化剂床的管式装置。管式反应器的几何形状导致需要大反应器或限制生产能力的设计局限性。
间接热交换也可利用薄板构成交错通道来实现，它可将催化剂和反应剂保持在一套通道内，而一种用来间接加热或冷却反应剂和催化剂的传热流体保留在交错通道。在这些间接热交换反应器中的换热板可以是平板或是弯曲的板，其表面可为不同的形状，例如波纹状，以增加传热流体与反应剂和催化剂之间的传热。虽然薄的传热板可以在一定程度上补偿由于反应热所引起的温度的变化，但是，不是所有的间接传热装置通过在整个反应区内维护所希望的温度分布都能够提供有利于许多工艺过程的完全的温度控制。许多烃转化工艺过程，通过保持与反应热产生的不同的温度分布将更有利于操作。在许多反应中，通过大体上的等温条件得到最有利的温度分布。在某些情况下，与反应热有关的温度变化正好相反的温度分布将提供最有利的条件。这一情况的一个实例是，在脱氢反应中，通过提高反应区内温度分布或通过建立反向温度梯度，可提高了吸热反应过程选择性和转化率。提供更完全控制的用于传热和反应剂通道的具体的装置公开在US-A-5525311中。
用于烃类反应的许多催化剂使用一段时间后易于失活。失活常常由于导致失活的沉积物的积累，堵塞催化剂表面的活性孔位置或催化活性位置发生。如果是结焦沉积物的积累引起失活，则再生催化剂以除去结焦沉积物可恢复催化剂的活性。在再生过程中，在高温下，通过使含结焦的催化剂与含氧气体相接触，燃烧或除去结焦一般可从催化剂上除去结焦。再生过程可在现场进行，或从进行烃转化的反应器中取出催化剂，然后转移到一个单独的用来除去结焦的再生区进行。从反应区的床层中连续地或半连续地排出催化剂颗粒以便在再生区中除出结焦的装置是众所周知的。US-A-3652231公开了一种与烃类的催化重整一起使用的催化剂连续再生方法。在反应区中，该催化剂在重力作用下，通过从反应区底部排出催化剂并把催化剂加到顶部完成催化剂的转移过程。
被称为“堵塞”的现象抑制了催化剂在许多反应器装置中的输送。“堵塞”现象是以足够大的速度流动的反应气体阻止催化剂向下移动的现象。“堵塞”现象是气体速度和其中流动气体反应剂与催化剂相接触的流动通道的物理特性的函数。当气体流过装有催化剂的通道时，气体冲撞催化剂颗粒并增大了颗粒间的摩擦。当粒间的摩擦力的垂直分力大于颗粒的重量时，这些颗粒就会被堵塞。随着气体通过催化剂颗粒的流动路径的长度变得更长，作用在颗粒上的力从流动通道的出口到入口逐渐地增加。另外，随着催化剂的流动通道变得更狭窄，催化剂颗粒的重力流动受到更多的阻碍。相应地，由于流动通道的尺寸变得更小，墙壁施加于催化剂颗粒的垂直方向的阻力逐渐增大。因此，窄的流动通道更易导致堵塞，并且一般不能够提供连续的催化剂循环。
对于具有间接热交换的反应器，反应器的排列可使催化剂堵塞问题更为严重。通过减小流动通道的尺寸来增加流动通道的数目，由于增大热交换流体与催化剂之间的表面积，而有利于传热。再者，通过提高可产生湍流并能降低干扰热交换的膜因子的板面不匀度可进一步促进传热。但是，构成通道的板的不匀度进一步干扰了催化剂的移动，并使催化剂更易堵塞。所以，人们寻求采用一种在反应器连续操作下能够促进热交换和催化剂循环的通道式反应器的方法和反应器配制方式。
因此，本发明的目的是提供一种在反应区中反应剂与催化剂床接触，同时能够与一种热交换流体进行间接的热交换，并能够在生产中实现催化剂在反应区中循环的方法。
本发明的另一个目的是提供一种用于反应剂物流的间接热交换和反应剂物流与催化剂床层相接触且同时在生产中使催化剂进行循环的反应器设备。
本发明使用连续的气流减小或终止方法，周期性地从位于一个反应区中的选定的反应剂通道中排出和/或补充催化剂，因此，在反应区中实现了催化剂的连续循环，同时保持反应剂通过催化剂床并同时保持反应剂与热交换介质之间的间接热交换。在催化剂输送期间，把反应区分成许多反应小区，对选择流量的减少或终止提供了许多反应剂通道的组合。反应小区由许多交错通道构成。这些通道垂直和水平地延伸。催化剂进入反应剂通道，并从通道的底部连续或半连续地排出，以实现催化剂的循环。反应剂径向地流动通过反应剂通道，与催化剂接触。构成通道的板为通过传热通道的传热流体提供传热表面。有选择地控制排出和/或加入反应小区的反应剂，这样，流向一个或几个反应小区的反应剂受到阻截或限制，而反应剂的流动在其余反应小区中继续进行。限制或阻截这种流动，可允许催化剂在重力作用下由该选择的反应区中降落下来。
反应剂流动限制的顺序和催化剂的排出可以采用适合于颗粒工艺过程的任何方式完成。反应剂流量减少的循环和催化剂颗粒的排出可以连续进行，定期地依次从每个反应小区排出催化剂。另外，该工艺过程操作可连续进行到失活结果达到预计程度为止。此时，可以使用一系列反应剂流动限制操作，依次在每个反应区内建立补充催化剂的循环，直到重新获得所要求的活性为止。
催化剂的补充和与一种传热流体间接换热的结合也可以获得使用本发明方法的反应优点。这种结合可以在反应小区内提供等动力的反应条件。随着反应小区内的催化剂阶段增量地被替换，大部分失活的催化剂从底部排出，同时许多活性催化剂进入反应小区的顶部。因此，这种周期性地置换在每个反应小区内催化剂床的长度方向上提供了一连续的自上而下的活性梯度。活性的这种降低可通过提高反应温度加以补偿。对于吸热反应，热流体进入传热通道，该流体可以沿补偿催化剂活性损失的流动方向进入反应小区。通过将传热流体从反应小区底部输送到反应小区顶部，可在反应小区的下部保持较高的温度，在下部更多的失活催化剂与反应剂相接触。通过反应小区向上前进，加热的反应剂冷却加热介质，因此，在装有最具活性催化剂的反应小区的上部产生了较低温度的反应剂。催化剂补充、加热介质的温度，通过反应剂的热交换和热交换通道的设置，其目的在于在反应区内提供等动力操作。这种等动力操作可以产生更均匀的产物排出物并能在每个反应小区更有效地利用反应空间。等动力条件可以是放热反应和吸热反应。在放热反应中，冷却介质应当进入换热通道顶部，与催化剂保持并流，其结果是在最具有活性的催化剂区域具有最大的冷却作用。
因此，在一个实施方案中，本发明提供了在通道式反应器中，反应剂与催化剂接触，并且反应剂与传热流体间接接触，且允许通过催化剂床的催化剂间歇移动的方法。在这种方法中，催化剂颗粒装入许多反应小区中。每个反应小区有许多垂直和水平延伸的反应通道和换热通道。反应剂物流通到至少一个反应剂小区，与催化剂相接触。从反应剂通道回收产物物流。换热流体通过传热通道，通过从反应小区的的底部排出催化剂颗粒并将其加入反应小区的顶部，间歇地实现至少部分限制一个选择反应小区的反应剂物流的流动，以便输送在该选择反应小区中催化剂颗粒。在催化剂加入反应小区后，反应小区又重新恢复反应剂物流的流动。
在另一个实施方案中，本发明提供了用于反应剂与颗粒催化剂相接触，反应剂与传热流体间接接触且在生产中补充催化剂颗粒的通道式反应装置。该装置包括垂直和水平延伸从而在每个反应小区中构成传热通道和反应剂通道的平行板形成的许多反应小区。该装置为反应剂物流提供反应剂通道，并选择性地限制通过选择反应剂通道的反应剂物流的流动。该装置也提供催化剂颗粒通过并加入到每个反应小区顶部，并从其底部排出催化剂颗粒。反应剂通道也与用于通过每个反应小区的传热通道的传热流体的装置协同工作。
在另一实施方案中，本发明是反应剂与催化剂颗粒相接触，同时反应剂与换热流体间接换热并在生产中补充催化剂颗粒的反应器，该装置包含安置许多反应小区的反应器容器。每个反应小区包括许多垂直和水平延伸以便在每个反应小区中构成传热通道和反应剂通道的平行板。该反应器容器构成用于将反应剂物流通入反应通道的反应剂入口。至少两根歧管接收来自反应剂通道的流体。每一歧管与调节来自反应剂通道的流体流量的阀门相通，而且每一歧管与小于反应剂通道总数的反应剂通道相通。在每个反应小区顶部的催化剂分布器和在每个反应小区的底部的催化剂收集器和用于选择地控制向每个反应小区加入催化剂颗粒及从每个反应小区排出催化剂颗粒的装置相连接。该装置也用于使换热流体通过每个反应小区的换热通道。
本发明下面的详细描述中，公开本发明的其它的实施方案，装置和详细的内容。
图1是按本发明布置的反应器的正面剖视图。
图2是图1所示的反应器沿2-2线截取的剖视图。
图3是反应小区和催化剂、反应剂及换热介质通过反应小区流动的示意图。
图4是图3所示的反应器沿4-4线截取的反应小区的剖面图。
图5是一个排出催化剂系统的示意图。
图6是与图1-4所示反应器相似的包含反应小区的反应器的水平剖视图。
本方法可在使用多相催化剂的各种各样的催化反应中使用。与催化剂的流化床相反，适合的反应区布置将采用催化剂的移动床。
本发明最有益地是应用于具有高反应热的催化转化工艺过程。这种类型的代表性反应是烃类转化反应，包括：烃类的芳构化、烃类的重整、烃类的脱氢和烃类的烷基化。适合本发明的特定烃类转化工艺过程包括：石蜡烃的催化脱氢、粗汽油原料物流的重整、轻质烃的芳构化和芳烃的烷基化。
用于本发明方法的反应区在任何相关的方向，反应剂与换热流体是间接接触。因此，反应区的流动通道、入口和出口设计成反应剂与换热流体成并、逆流或交叉流。实施本发明优选工艺布置是使反应剂以交叉流的方式通过换热流体。为保证流过反应器的反应剂的压降最小，反应剂的交叉流一般是优选的。为此，为了使反应剂通过反应区的路径较短，可以使用交叉流布置。
当反应剂通过反应器中的催化剂颗粒时，较短的路径降低了反应剂的总压降。较低的压降在许多反应物流的处理中有双重的好处。流动阻力即压降的增加，会提高工艺过程的总的操作压力。在许多情况下，较低操作压力有利于提高产物的收率或选择性。因此最大限度地降低压降也将提供较高的所希望产物的产率。此外，较高的压降将会提高工艺过程的总利用率和操作费用。
本发明的实施并不是必须要求每一反应剂通道都与换热通道交错排列。反应区的可能构型是可以在每个反应剂通道之间设置两个或两个以上的换热通道，以降低在换热介质侧面的压力降。当用于这种目的时，分隔相邻换热通道的板可以有许多小孔。
被设计用于本发明实施过程的反应器的类型和详细结构，通过参考附图更易理解。图1是催化反应器区域10的示意图，它是设计用来进行反应剂流体的催化反应，同时使用与传热流体的间接热交换，当反应剂流体流过该反应区时，可保持有利的反应温度。该反应器区域包含有连续地限制从反应器区域的几个区域出来的流量，以允许反应器区域补充催化剂的装置。该反应器包含许多反应小区。该反应器通过水平流动的反应剂流体与垂直流动的传热流体的间接接触，在控制的温度条件下进行催化反应，同时允许催化剂通过反应小区移动。
反应器区域10包括有圆形截面的反应器容器12。反应器容器12有支持催化剂容器16的截头圆锥形头14。半球形头18封闭反应器容器12的底部并形成反应剂物流入口20。反应剂通过入口20流入歧管22，歧管22分配反应剂进入反应剂入口管24。如图2所示，反应剂入口管24把反应剂物流加入分配空间26。反应剂通过在分配空间形成的垂直延伸的反应剂流动通道，水平地流过反应小区28。收集空间30收集来自反应剂通道的反应产物。收集管32从每一收集空间30排出反应产物，并通过控制阀36调节速率，经管34把反应产物排出反应器容器。在图1和2所示的装置中，每一反应剂入口管24把反应剂输送到两个反应剂小区28。同时每一出口管32从两个反应剂小区28排出反应产物。反应剂入口管24到出口管32的位移，可使得每一出口管32排出由两个不同的反应剂入口管24输送的反应剂。所以，当控制阀36限制或终止出口管32的流量时，来自反应剂入口管的剩余流量通过剩余的开放出口管32。按照这种方式，在从反应小区中排出催化剂的全部时间内，入口管都是保持有效的。
在每一个反应小区中，反应剂物流与粒状催化剂接触。该催化剂通常呈直径为2-15mm的分散颗粒。该催化剂颗粒可为任何形状，但是，该催化剂颗粒一般为球形或圆柱形。催化剂容器16装有可流入反应剂小区28的反应剂通道的催化剂。催化剂通过催化剂加料喷嘴38进入催化剂容器16的顶部。可供选用的气体分配器管40可将来自喷嘴42的气流分配进入催化剂容器16。加入催化剂容器16的气体，可以是一种用来进一步处理催化剂的还原气，或者是一种用于排空可进入催化剂容器16的催化剂空隙空间(当不希望气流进入催化剂容器16时)的不希望气体的吹洗气。收集器挡板44由一环形空间46构成，来自催化剂容器16的吹洗气或其它气体经喷嘴48排出。
从催化剂容器16出来的催化剂通过催化剂转移管50流入扩散器52，经扩散器52把催化剂跨每个反应小区的反应通道的顶部分布。在每个反应小区28的底部催化剂收集器54通过在下文描述的方式经催化剂排出喷嘴55排出催化剂。
换热流体通过把换热流体输送到入口头58的喷嘴56进入工艺过程。分配管60把换热流体输送到在每个反应小区28的底部的换热歧管62。换热流体在每个反应小区的换热通道中垂直向上流入在每个换热区28的顶部处的收集歧管64。收集管66把换热流体加入收集歧管68，通过喷嘴70从反应器容器16排出换热流体。
图3和4更清楚地示出了反应小区的设置和操作。每个反应小区28包括如图4所示的许多平行板72。本发明适宜的板包括允许高传热速率的任何一种板。优选薄板，通常厚度为1-2mm。这种板通常由铁质或非铁质合金例如不锈钢制成。每块板72可以是光滑的，但是，优选是倾向于反应剂和换热流体流动的波纹板。该板可制成弯曲和其它的构型，但是，为便于堆集，一般优选平板。波纹板相互之间可以直接堆积，波纹之间的空间形成交错的反应剂通道73和换热通道74。板72有倾斜的波纹。该板可以相互堆积在波纹之间的区域形成换热通道和反应剂流动通道。优选的波纹图案在相邻板之间是相反的，这样在相对波纹板的表面上的人字形图案将在相反的方向上伸长，相对的板面相互接触设置，形成流动通道，对板的区域提供结构上的支持。
催化剂颗粒75装入反应剂流动通道73。反应剂流动通道73的端板76通过仍然允许反应剂沿箭头“A”所示方向流动的可渗透的挡板终止催化剂的流动。换热通道74的端板77具有能够将换热流体固定在通道74的长度上的流体不可渗透的挡板。封闭热流体通道的顶部，阻止催化剂进入换热流体通道。如图3的反应小区所示，换热流体按箭头“B”所示方向向下流动，因此反应小区形成“A”和“B”流动的专门的循环系统，在该系统中，反应剂物流“A“和换热流体”B”按交叉流方向流动，并通过由相邻的板72形成的交错通道。
如上所述，催化剂颗粒75经扩散器52流入反应剂通道73的顶部。扩散器52可以包含用于沿反应剂通道的顶部均匀地分布催化剂的内部挡板或波纹板78。同样，在反应剂通道73底部的收集器54收集催剂颗粒75，并可以有挡板或波纹板80。在扩散器和收集器中的挡板或波纹板，可促进沿每个反应剂通道73的整个水平长度内的催化剂的均匀补充。
每个反应小区包括，在反应小区上部的用于接收换热流体进入循环系统“B”的入口。该入口可以是一个孔。图3和4示出了分别从反应小区28的底部和顶部分布和收集换热流体的歧管64和62。歧管64和62通过位于反应小区相对端板的顶部和底部的端板77中的孔与换热流体通道74相通。这两根歧管在反应小区的端板上提供分布区域。在由歧管64和62包围的分布区域中，反应剂通道的端板76封闭，阻止换热流体进入反应剂通道。
从每个反应小区排出催化剂的系统，图示地示于图5。如图1-4所说明的，每根反应剂管控制从相邻的一对反应剂小区排出产品物流。来自反应小区28’的反应物流的控制，通过阀36’调节从反应产品管32’流入出口管34’而示意地示出。催化剂通过控制阀80’的孔从反应小区28’排出，经管82输送到催化剂中间罐85。中间罐85优选分隔成几个区，每个区从一个反应小区接收催化剂。中间罐85的每一个区的体积可以预定使其与在每一个排出循环期间从每一反应小区排出的催化剂量相符合。催化剂收集器54’可以用作有待在每一个排出循环中排出的催化剂体积的接受区。当来自管84的连续排放气是保持在收集器54’内时，可加入该气体以便从催化剂的空隙空间排放反应剂。分隔从每一个反应小区排出的催化剂颗粒有助于监测被排出催化剂以便检查是否在排出循环期间对每一个反应小区都提供了催化剂。通过测量分隔区域中的料面或通过监测区域的温度以便确定是否已有热催化剂进入可以监测每一个分隔区域的装料。管83把来自其它反应小区的催化剂输送到中间罐85(没示出)。
来自中间罐85的催化剂流入到密封料斗86。催化剂经管88进入该密封料斗。管88包含一系列的阀90、92和94。阀90和92共同提供沿管88的气密性。阀90阻止该管的催化剂的流动并用来停止催化剂流动而不影响阀密封或阀座，但是，阀90不具有气密封性。一旦催化剂的流动停止，催化剂降至气密封阀92的平面下，但是如果催化剂存在的话，易受损坏。阀94也具有气密封，并可从管88的其余部分分隔密封料斗，以便把管88内的剩余物借助经管96加入的氮气以由控制阀98调节的速率吹洗入中间罐85。
来自密封料斗86的催化剂通过再包含串联的3个阀门：102、104和106的管100。在管100中的阀门组，按与管88上的阀门相同的方式操作，阀门102提供催化剂密封而阀门104和106一旦催化剂清除就提供气密封。管108提供氮气吹洗，把阀门106下面的气氛与密封料斗隔离开来。密封料斗也可以接收来自管109的连续惰性吹洗气，以便在催化剂无装料期间，排出密封料斗中的氧气。吹洗气和排出的气体通过管线110’由密封料斗排出。
确定密封料斗86的体积以便贮存催化剂直至将其从工艺过程中排出以进行再生为止。密封料斗86可以贮存输送到与反应器联合操作的催化剂连续再生系统的催化剂，或者密封料斗可以保持用以装桶和非现场再生或补充的催化剂。如果密封料斗的催化剂被排入桶内，则该密封料斗优选应有充分的空间，以容纳反应小区中催化剂的体积。这就允许在需要将密封料斗卸料之前，从反应小区一次性完全更换催化剂。由于密封料斗被卸料，来自大气的氧气将回流入密封料斗。该吹洗系统提供排出该氧气的装置，在大多数反应系统中，氧气是不能进入反应区。
本方法可以不同的方式操作。对于来自由反应小区形成的窄的通道的催化剂的卸料或装料过程而言，其重要因素是限制进入或排出反应小区的流量。设定进入反应小区或从反应小区出来的流量以同时控制多个反应小区，如图1-5的实施方案所示。另一种方法是，进入每一个反应小区的反应剂或从每一个反应小区出来的产物的流量可以分别地进行控制。进入每个反应小区流量或从每一个反应小区出来的反应剂的流量安排，如图6所示。图6示出了包含许多与图1-4所示的相似的反应小区的反应器的水平截面。图6与图1-4的区别在于反应小区110围绕用作分布器或用作收集器的中央空间112按多边形的布置排列在其周围。挡板116围绕每一个反应小区110的外边114。挡板116在可以用作收集器或分布器的每一个反应小区110的外边也形成一个空间。各个管孔118与由每一挡板116围成的外部空间117相连通。在出口118的管上的适当的阀门可以选择地限制或终止通过每一个反应小区的的流量。全部反应小区又可以被反应器容器120所环绕，为反应提供压力密封。
在一种操作方法中，图1-5所示的反应区将只进行周期性地催化剂补充操作。在大部分的操作中，该催化剂将保持在反应小区中，当在反应小区中进行催化剂的补充循环时，反应剂或产物排出物流量的程序在瞬间期间发生。因此，反应剂将通过歧管22进入反应器容器，并通过出口管32排出直到预定的时间或发现催化剂失活为止。
一旦催化剂要补充时，从一对反应小区排出催化剂的程序将开始。该程序是通过关闭阀门36以中止反应剂流过两个反应小区而开始的。一旦反应剂的流动停止，就从已经选择停止反应剂流量的两个反应小区排出预定量的催化剂。为了定期补充催化剂，通常是从每个反应小区排出大量的催化剂。优选排出等于反应小区中催化剂总量的约25％的催化剂。在从反应小区的底部排出催化剂的同时补充的催化剂从催化剂容器16流入等于排出催化剂量的补充催化剂。在补充催化剂之后，打开在出口管32上的控制阀36，重新使反应剂流过刚刚接收了新鲜催化剂的反应小区。程序继续进行，关闭下一对反应小区的出口管阀，中止从这里流过的物流。一旦在下一对反应小区中再次交换等体积催化剂时，程序继续进行，直到在所有的反应小区中都交换等体积催化剂为止。
按这种方式补充催化剂对工艺过程没实质性干扰。可保持反应剂在反应器内的完整流动，同时可在选择的反应小区全部更换催化剂，而其压力降只有适度的增加。在整个该催化剂交换过程中可以保持反应剂的充分流动。在大多数工艺过程中，虽然为了进行催化剂的交换要限制或停止反应剂的流动，但是，也不必停止通过反应小区的换热流体的流动，对许多工艺过程来说，当加热介质通过加热通道流动时，加热介质的温度只稍微改变。这种温度的改变通常小于12℃(20°F)。因此，，在催化剂的交换过程中，尽管限制或排出反应剂，但是，反应小区不可能发生过热现象。在许多情况下，在催化剂的交换过程中，反应剂的流动将基本上停止。但是，仍然希望保持通过反应区的最小流量，以避免在反应空间发生停滞的情况。在催化剂的交换期间，根据本发明实施的具体工艺过程，需要保持反应剂流量或减少加热介质的流量。
催化重整是公知的烃转化方法，它用于石油精制工业，提高烃类原料的辛烷值，精制的主要产物是汽车用汽油。催化精制的工艺是众所周知的，本文中不详细地描述。简单地说，在催化重整中，原料与包括氢气的循环物流混合，并与反应区内的催化剂接触。催化重整的常用的原料是初沸点为80℃(180°F)和终沸点为205℃(400°F)的被称为石脑油的石油馏份。催化重整工艺过程特别适用于处理由较高浓度的环烷烃和主要是直链石蜡烃组成的直馏汽油，通过脱氢和/或环化反应进行芳构化。重整可以定义为由环已烷的脱氢和烷基环戊烷脱氢异构产生芳烃、石蜡烃脱氢产生烯烃、石蜡烃与烯烃脱氢环化产生芳烃、正-石蜡烃的异构化、烷基环石蜡烃的异构化产生环已烷、取代芳烃的异构化和石蜡烃的加氢裂化所产生的总效果。有关重整工艺的其它资料公开在US-A-4119526、US-A-4409095和US-A-4440626中。
催化重整反应一般在由一种或一种以上的VIII族贵金属(例如铂、铱、铑和钯)和与多孔载体，例如耐高温无机氧化物结合的卤原子组成的催化剂存在下进行。卤素一般是氯。通常用氧化铝载体。优选的氧化铝材料为γ-、η-和θ-氧化铝，使用γ-氧化铝和η-氧化铝得到了最好的结果。与催化剂的性质相关的一个重要性质是载体的表面积。载体优选的表面积为100-500米2/克。虽然催化剂颗粒可以象6.35毫米(1/4英寸)那么大，但是一般为球形，其直径为1.5-3.1毫米(1/16英寸-1/8英寸)。优选的催化剂颗粒直径为3.1毫米(1/16英寸)。在重整反应过程中，催化剂颗粒由于在颗粒上结焦沉积之类的机理导致失活；即在使用一段时间后，催化剂颗粒促进重整反应的能力下降到催化剂不再发挥作用的程度。在它在重整工艺过程中再使用之前，该催化剂必须再激活或再生。
在优选的方式中，重整操作采用一移动床反应区和再生区。本发明可以应用于这种移动床反应区。在移动床操作中，新鲜催化剂颗粒通过重力加入反应区。催化剂从反应区的底部排出，并输送到再生区，在再生区中，使用多步再生过程再激活该催化剂，使其完全恢复促进反应的能力。通过重力催化剂流过不同的再生阶段，然后从再生区排出，并供给反应区。催化重整工艺过程一般在最接近的时间间隔重复地输送较少量的催化剂。所以，当催化剂的移动通常称为连续的时，它实际上是半连续的。
催化脱氢是有利地使用本发明方法和设备的另一个吸热方法实例。简单地说，在催化脱氢过程中，原料与包括氢气的循环物流混合，并与在反应区内的催化剂相接触。催化脱氢的原料一般是包括3-18个碳原子的石蜡烃的石油馏分。具体的原料通常将包含轻或重的石蜡烃。例如，用于生产重质脱氢产物的通常的原料将包括10个或10个以上碳原子的石蜡烃。催化脱氢工艺过程特别适用于处理主要包含有待经过脱氢反应进而生成烯烃化合物的石蜡烃的烃类原料。
催化脱氢反应通常在催化剂存在下进行，该催化剂由一种或一种以上的VIII族贵金属(例如铂、铱、铑和钯)与多孔载体如耐高温无机氧化物组成。氧化铝也是通常使用的载体，优选的氧化铝材料与用于催化重整的氧化铝相同。通常，催化剂颗粒中氯化物的浓度为0.5-3重％。在脱氢反应过程中，催化剂颗粒也会随着焦炭沉积而失活，并要求和重整工艺过程所述的相似的再生方法；所以，脱氢工艺过程也将采用本发明的移动床反应区。
脱氢条件包括温度为400-900℃(752-1652°F)、压力为10-1013KPa(0.01-10大气压)和液相时空速率(LHSV)为0.1-100hr-1。对一般的石蜡烃，一般来说，分子量越低，类似地进行转化所要求的温度就越高。在脱氢反应区中的压力根据采用设备的限定，应尽可能地低，最大限度地使化学反应平衡向产物方向移动。本发明的方法优选的工艺条件包括温度为约400-700℃(752-1652°F)压力为10-507KPa(0.1-5大气压)和液时空速为0.1-100hr-1。
来自脱氢反应区的排出物流一般将包含未转化的可脱氢的烃、氢气和脱氢反应产物。这种排出物流通常冷却后，通到氢气分离区，从富烃液相分离富氢蒸气。通常，富烃液相可采用一种适宜的选择吸附剂、一种选择溶剂、一种选择反应或几个反应进一步地分离，或者通过适宜的分馏流程进一步分离。回收未转化的可脱氢的烃，并将其循环到脱氢反应区。脱氢反应的产物作为最终产品回收，或作为制备其它化合物的中间产物回收。
可脱氢的烃类在被通入脱氢反应区之前、其间或之后，可与稀释气混合。该稀释气可以是氢气、水蒸气、甲烷、二氧化碳、氮气、氩气等，或它们的混合物。氢气是优选的稀释气。通常，当一种稀释气是被用作稀释剂时，其用量足够保证稀释气与烃的摩尔比为0.1-20。当该摩尔比为0.5-10时，得到了最好的结果。通到脱氢反应区的稀释氢气气流一般是从氢气分离区中脱氢反应区的排出物流中分离出的循环氢气。
水或在脱氢条件下分解生成水的物料例如醇、醛、醚或酮可以加入脱氢区。水或水的前体或连续地加入，或间断地加入，按当量水为基准计，其加入量为1-20000(重量)ppm烃进料物流。当6-30或更多个碳原子的石蜡烃脱氢时，加入1-10000(重量)ppm的水得到了最好的结果。与脱氢催化剂的操作有关的其它资料，操作条件和工艺流程的布置，可以参考US-A-4677237、US-A-4880764和US-A-5087792。实施例
利用本发明的方法和反应器交换催化剂和保持等动力条件的效果曾在石蜡烃脱氢的烃转化工艺过程中进行了研究。这种模拟通过按10％的增量周期性地置换催化剂，产生脱氢反应区半连续地交换催化剂的结果。该催化剂是典型的包含铂负载在氧化铝载体上的脱氢催化剂。催化剂的活性线性地渐渐变化，在床的顶部为100％，到床的底部为55％。本方法是在氢气与烃的比为2.9，LHSV为31.5hr-1条件下进行操作。反应区的平均压力为194KPa(13.5psig)。进入反应区的原料的速率为58060kg/hr(128000lbs/hr)，摩尔组成示于表1。进入反应器的原料的入口温度为432℃(810°F)，排出的平均出口温度为479℃(895°F)。原料与794mg/hr(1.75×106ibs/hr)密度为83.3kg/m3(5.198lbs/ft3)和热容量为0.705kj/kg(0.303BTUs/lb/°F)的加热介质逆流接触。进入工艺过程的加热介质的温度为560℃(932°F)，排出的出口平均温度为481℃(898°F)。原料的重量转化率为20.15重量％。以重量％表示的选择性单烯烃为85.7％，二烯烃为4.7％，芳烃为4％和轻质烃为4.2％。
表 物流MOL％ 进料 水 1.78 氢气 71.67 甲烷 0.47 乙烷 0.92 丙烷 0.20 正-丁烷 0.06 正-戊烷 0.02 正-癸烷 2.72 n-C11 10.85 n-C12 7.94 n-C13 3.22 n-C14 0.160 壬烯-1 0.000 癸烯-1 0.000 十一碳烯-1 0.000 十二碳烯-1 0.000 十三碳烯-1 0.000 合计 100.01